乙酸乙酯的生产工厂概念设计

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1、一、设计任务 2二、概述 2 1乙酸乙酯性质及用途22. 乙酸乙酯进展状况 2三. 乙酸乙酯的生产方案及流程41、酯化法42. 乙醇脱氢歧化法 53、乙醛缩合法 54、乙烯、乙酸直截了当加成法65、确定工艺方案及流程7四 工艺运算 74.1. 物料衡算 74.2 初步物料衡算 9五. 设备设计 145.1精馏塔II的设计145.2 最小回流比的估算 165.3 逐板运算 195.4 逐板运算的结果及讨论 19六. 热量衡算 206.1 热力学数据收集 206.2 热量运算，水汽消耗，热交换面积 226.3校正热量运算、水汽消耗、热交换面积（对塔11）24 表 10 校正后的热量运算汇总表 32

2、乙酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1. 设计任务：乙酸乙酯车间2. 产品名称：乙酸乙酯3. 产品规格：纯度 99%4. 年生产能力：折算为 100%乙酸乙酯 1880吨/年5. 产品用途：作为制造乙酰胺、乙酰乙酸酯、甲基庚烯酮、其他有机化 合物、合成香料、合成药物等的原料；用于乙醇脱水、乙酸浓缩、萃取有 机酸；作为溶剂广泛应用于各种工业中；食品工业中作为芳香剂等。由于本设计为假定设计，因此有关设计任务书中的其他项目如： 进行设计的依据、厂区或厂址、要紧技术经济指标、原料的供应、技术规 格以及燃料种类、水电汽的要紧来源，与其他工业企业的关系、建厂期限、 设计单位、设计进度及设计时期的规定等均从略。

3、二、概述1乙酸乙酯性质及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，乙酸醚，英文名称 Ethyl Acetate 或 Aceti c Ether Vinegar naphtha. 乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的无色透亮液体， 其沸点为1TC，熔点为-83.61，密度为0.901g/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醚 和苯等有机溶剂。乙酸乙酯的重要用途是工业溶剂，它是许多树脂的高效溶剂，广泛应 用于油墨、人造革、胶粘剂的生产中，也是清漆的组份。它还用于乙基纤 维素、人造革、油毡、着色纸、人造珍宝的粘合剂、医用药品、有机酸的 提取剂以及菠萝、香蕉、草莓等水果香料和威士忌、奶油等香料。此外， 还用于木材纸浆加工等产业部门。

4、关于用专门多天然有机物的加工，例如 樟脑、脂肪、抗生素、某些树脂等，常使用乙酸乙酯和乙醚配制成共萃取 剂，它还可用作纺织工业和金属清洗剂。2.乙酸乙酯进展状况（1）国内进展状况为了改进硫酸法的缺点，国内连续开展了新型催化剂的研究，如酸性 阳离子交换树脂、全氟磺酸树脂、HZSM-5等各种分子筛、铌酸、ZrO2-S O42 等各种超强酸，但均未用于工业生产。国内还开展了乙醇一步法制取乙酸乙酯的新工艺研究，其中有清华大 学开发的乙醇脱氢歧化酯化法，化学工业部西南化工研究院开发的乙醇脱 氢法和中国科学院长春应用化学研究所的乙醇氧化酯化法。中国科学研究院长春应用化学研究所对乙醇氧化酯化反应催化剂进行 了

5、研究，认为采纳 Sb2O4-MoO3 复合催化剂可提升活性和选择性。化学工 业部西南化工研究院等联合开发的乙醇脱氢一步合成乙酸乙酯的新工艺， 已通过单管试验连续运行1000 小时，取得了中意的结果。现正在进行工业 开发工作。近来关于磷改性HZSM-5沸石分子筛上乙酸和乙醇酯化反应的研究表 明，用HZSM-5及磷改性HZSM-5作为乙酸和乙醇酯化反应的催化剂，乙 醇转化率变化不大，但酯化反应选择性明显提升。使用H3PMol2O40 19H2O代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂， 可获得的产率为 91.48%,然而关于催化剂的剂量、反应时刻和乙醇乙酸的 质量比对产品产量的研究还在进行之中。（2）

6、国外进展状况 由于使用硫酸作为酯化反应的催化剂存在硫酸腐蚀性强、副反应多等 缺点，近年各国均在致力于固体酸酯化催化剂的研究和开发，但这些催化 剂由于价格较贵、活性下降快等缘故，至今工业应用不多。据报道，美Da vy Vekee公司和UCC公司联合开发的乙醇脱氢制乙酸乙酯新工艺已工业 化。据报道，国外开发了一种使用Pd/silicoturgstic双效催化剂使用乙烯和 氧气一步生成乙酸乙酯的新工艺。低于1801和在25%的乙烯转化率的条 件下，乙酸乙酯的选择性为46%。催化剂中的Pd为氧化中心silicoturgstic 酸提供酸性中心。随着科技的持续进步，更多的乙酸乙酯的生产方法持续被开发，我

7、国 应持续吸取借鉴国外的先进技术，从全然上改变我国乙酸乙酯的生产状况。谎酸鹉;乙酸乙酯的生产1、酯酯化法| 酯化工艺是在硫F程流,ffi - i化剂存在下 程见图1* -水分F燥塔已酯化脱水反应生成乙堪底匝址份乙酸、过应塔塔顶的反应混合物一部分回流，一部分在 80係左右进入分离塔。进入 分离塔的反应混合物中一样含有约70%的乙醇、20%的酯和10%的水（乙 酸完全消耗掉）。塔顶蒸出含有83%乙酸乙酯、9%乙醇和8%水分的塔顶三乙醇睾与少量的硫酸混合后经预热进入酯K应塔。酯化反元恒沸物,送人比例混合器,与等体积的水混合,混合后在倾析器倾析,分成含少量乙醇和酯的较重的水层,返回分离塔的下部,经分离

8、塔分离,酯重新以三 元恒沸物的形式分出,而蓄集的含水乙醇则送回醋化反应塔的下部,经气化 后再参与酯化反应。含约93%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的倾析器上层混合物进人干燥塔,将乙酸乙酯分离出来,所得产品质量见表1表一 工业品级乙酸乙酯的质量指标项目指标乙酸乙酯含量，%三99.5乙醇含量，%R20水分，%R05酸度（以乙酸计），%W0.005色度（铂-钻）10传统的酯化法乙酸乙酯生产工艺技术成熟,在世界范畴内,专门是美国 和西欧被广泛采纳。由于酯化反应可逆,转化率通常只有约 67%,为增加转化 率,一样采纳一种反应物过量的方法,通常是乙醇过量,并在反应过程中持续 分离出生成的水。按照生产需要,既

9、可采取间歇式生产,也可采取连续式生产。该法也存在腐蚀严峻、副反应多、副产物处理困难等缺点。近年来开 发的固体酸酯化催化剂尽管解决了腐蚀咨询题,但由于价格太高,催化活性 下降快等缺点,在工业上仍无法大规模应用。2. 乙醇脱氢歧化法 该法不用乙酸，直截了当用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯，其催化剂 要紧是Pd/C和架Ni, Cu-Co-Zn-Al混合氧化物及Mo-Sb二元氧化物等催化 剂，这些体系对乙醇的氧化有一定的活性，但其催化性还有待进一步改进。95%乙醇从储槽出来，经泵加压至0.30.4MPa,进入原料预热器，与 反应产物热交换被加热至1301，部分气化，再进入乙醇汽化器，用水蒸气 或导热油加热至

10、16011701，达到完全气化，然后进入原料过热器，与 反应产物换热，被加热至2301，再进入脱硫加热器，用导热油加热到反应 温度2402701，然后进入脱氢反应器，脱氢反应为吸热反应，要用导热 油加热以坚持恒温反应。从脱氢反应器出来的物料进入原料过热器，被冷 却至1801，再进入加氢反应器将酮和醛加氢为醇，以便后续分离。然后进 入原料预热器，被冷却至601，再进入产物冷凝器，被水冷却至301，从 冷凝器出来的液体，进入反应产物储罐，然后进入分离工段，氢气则从上 部进入水洗器，以回收氢气中带走的易挥发物料，然后放空或到氧气用户。该工艺的特点是产品收率高，对设备腐蚀性小，产品成本较酯化 法低，不

11、产含酸废水，有利于大规模生产，若副产的氢气能有效合理的利 用，该工艺是比较经济的方法。3、乙醛缩合法 由乙醛生产乙酸乙酯包括催化剂制备、反应、分离和精馏4大部 分,工艺流程见图3 。在氯化铝和少量的氯化锌存在下将铝粉加人盛有乙醇 和乙酸乙酯混合物的溶液中溶解得到乙氧基铝溶液。催化剂制备装置与主 体装置分开,制备反应过程产生的含氢废气经冷回收冷凝物后排放,制备得 到的催化剂溶液搅拌平均后备用。乙醛和催化剂溶液连续进人反应塔,操纵 反应物的比例,使进料在混合时就有约98% 的乙醛转化为目的产物,1.5%的 乙醛在此后的搅拌条件下转化。通过间接盐水冷却坚持反应温度在0 C , 反应混合物在反应塔内的

12、停留时刻约1h后进人分离装置。cu酣酸乙蘭外排吒蒸料乙醇与蒸出组分一童送人精馏塔在此此回收未反应W1乙醛缩合制乙!乙酯工艺器罗斯化学家喪henko于20世纪初开发分离装 置中粗乙酸 乙酯从塔顶 蒸出,塔底残 渣用水处理 得到乙醇和 氢氧化铝，将 并将其返回反应 塔，乙醇和乙酸乙酯恒沸物用于制备乙氧基铝催化剂溶液。如有必要,乙酸乙 酯还可进一步进行 成功，因而该工艺又称为Tischenko工艺。反应在醇化物（乙氧基铝）的存在 下进行。由乙醛生产乙酸乙酯的第一步实际上先由乙烯制取乙醛,由乙烯生 产乙醛通常在氯化钯存在下于液相中进行（即Wacker工艺）。按照保持催化 剂活性方法的不同，又有两种工艺

13、可选择，一种为一步法工艺，即乙烯和氧气 一起进人反应器进行反应; 另一种是两步法工艺，即乙烯氧化为乙醛在一个 反应器内进行，而催化剂的空气再生在另一反应器内进行，两种工艺在经济 上并无大的差异。乙醛缩合制乙酸乙酯工艺受原料来源的限制，一样应建在 乙烯-乙醛联合装置内。日本要紧采取此工艺路线，装置能力已达200kt/a.乙烯循坏吐,嘀机4、在类。罗纳决，一直未实现-9- ILXL V _th酸丿分离器化剂存在下,普朗克公司在化。日本昭和电工公司开 乙師一r 脣池而塔乙酸乙酯工艺终于在90年代实现了工业化。乙烯发生酯化反应可生成相应的醋0海代进行了开发但由于工程放大咨鉀题未解 分rr 卜十 严煤烯

14、与乙酸一步反应制取7：醋酸乙酯重堀分工艺水rC n反应原料中乙烯：乙酸：水：氮体积组成为 80：6.7：3：10.3。反应 系统由 3 个串联反应塔组成,反应塔中装填磷钨钥酸催化剂（担载于球状二 氧化硅上）。反应塔设置了中间冷却，反应温度坚持在140-180 C，反应塔 压力操纵在 0.44-1MPa。反应在担载于金属载体上的杂多酸或杂多酸盐催化下于气相或液 相中进行。在水蒸气存在条件下，乙烯将发生水合反应生成乙醇，然后生成的 乙醇又连续与乙酸发生酯化反应生成乙酸乙酯产物。而且，逆向的乙酸乙酯 水解生成乙醇或乙酸的反应也可能发生。该工艺乙酸的单程转化率为 66%， 以乙烯计，乙酸乙酯的选择性约

15、为 94%.5、确定工艺方案及流程从产量分析，生产任务要求是1 840吨，产量不是太大，乙烯、乙酸直 截了当合成法有利于大规模生产，而且该法对设备要求专门高，设备造价 高，因此不采纳该工艺。从经济上考虑，乙醇脱氢歧化法对催化剂要求高 采纳该工艺不经济。最后从技术成熟方面考虑，尽管乙醇脱氢歧化法在国 外生产技术差不多比较成熟，且能够进行大规模的生产，但在国内实施尚 有困难，另外，该法总生产能力比酯化法要低，综合考虑采纳酯化法。在国内，乙酸乙酯的生产大都采纳酯化法，生产乙酸乙酯的厂家要紧 有上海试剂一厂，苏州溶剂厂，北京化工三厂，天津有机化工一厂，吉化 公司，徐州溶剂厂，杭州长征化工厂，贵州有机化

16、工溶剂分厂，沈阳市溶 剂厂，大连酿酒厂，沈阳石油化工二厂，哈尔滨化工四厂、六厂、七厂等。工艺运算4.1. 物料衡算4.1.1 设计任务设计项目：乙酸和乙醇在催化剂浓硫酸存在下生产乙酸乙酯（假定 70% 的乙酸转化为乙酸乙酯）产品名称：乙酸乙酯产品规格：纯度 99%年生产能力：折算为100%乙酸乙酯1880吨/年4.1.2 酯化法要紧生产步骤（1）等分子的冰乙酸和 95%乙醇混合和少量的浓硫酸接触，进行 酯化反应达到平稳状态，并加热至沸点。（2）达到平稳状态的混合液通入精馏塔I,由于持续移去难挥发 的水分，在塔中反应趋于完全；由塔I顶部出来的流出液组成为：乙酸乙酯20%（重量百分率，下同）水10

17、%乙醇70%（3）由塔I顶部出来的馏出液通入精馏塔II进行蒸馏，由塔II顶 部出来的三组分恒沸液组成为：乙酸乙酯83%水8%乙醇9%由塔II底部出来的残液组成为乙醇和水，重新送入塔I作为第二进料。 由塔II顶部出来的馏出液和塔III顶部出来的馏出液汇合并加等量的 水，三者混合后流入沉降槽进行分层。上层富有乙酸乙酯，其组成为：乙酸乙酯94%水4%乙醇2%下层要紧是水，其组成为：乙酸乙酯8%水88%乙醇4%下层（即水层）重新回入塔II作为第二进料。（5）上层（即酯层）送入精馏塔III进行蒸馏，由塔III底部流出的即为 成品的乙酸乙酯，这是由于乙酸乙酯和三组分恒沸液和双组份恒沸液比较 起来，其挥发度

18、最小，由塔I顶部出来的为三组分恒沸液，其组成如下： 三组分恒沸液组成：乙酸乙酯83%水8%乙醇9%双组分恒沸液组成：乙酸乙酯94%水6%(6)塔III顶部出来的馏出液包括三组成恒沸液送回沉降器中。4.2 初步物料衡算(1)每小时生产能力的运算按照设计任务，乙酸乙酯的年生产能力规定为180吨/年.(折算为100% 乙酸乙酯，下同)全年按38天计-每天24小时连续工作，则每昼夜的生 产能力为5732kg乙酸乙酯；每小时生产能力为221kg 乙酸乙酯,涕此的规 模采纳连续操作室比较合理的。三存门乜丄打 口每小时的生产能力为：_勺 _I IIt32耳宁以上作为物料衡算基准。|t |色的驚为了使物料衡算

19、简单化，在初步物料衡算中假定成品乙酸乙酯的纯度 为100%，在生产过程中无物料缺失，塔顶馏出液等均属双组份或三组分恒1880 00024=239kg/h!| |X+Y*126E 94%F-：SK塔Til沸液，这在事实上是不可能的，故将在最终衡算中予以修正。(2)生产工艺流程图31 1生产工艺流程示意图114酯化器物料衡算乙酸和乙醇酯化反应如下:CH3COOH+C2H5OHC2H3COOCH5+H2O60468818Xy221 z原料规格：乙酸浓度为 100%;乙醇纯度为 95%；浓硫酸纯度为 93%(相 对密度为 1.84)加入： 100%乙酸量：60/x=88/2393x=60X239/88

20、=163kg/h100%乙醇量：46/y=88/239y=46X239/88=124.9kg/h 95%乙醇需要量：y/95%=124.9/95%=131kg/h其中 C2H5OH=124.9kg/h； H2O=131-124.9=6.1kg/h 浓硫酸量=6.7kg；其中 H2SO4=6.3kg； H2O=0.4kg/h 支出：转化率为 66% 乙酸乙酯生成量=163X0.66X88260=157.8kg/h 乙酸剩余量=163X0.34=55.4kg/h 乙醇剩余量=124.9 X 0.34=42.5kg/h 反应生成水量：18/z=88/146.2 z=18X 157.8 = 88= 3

21、2.3kg/h总水分=32.3+6.1=38.4kg/h 浓硫酸量=6.7kg/h 进出酯化器的物料衡算表如下： 表一：进出酯化器的物料衡算表加入序号物料名称纯度%数量 kg/h1乙酸1001632乙醇95131其中 C2H5OH100124.9H2O1006.13浓硫酸936.7合计300.7支出序号物料名称纯度%数量 kg/h1乙酸乙酯100157.82水10038.43乙醇10042.54乙酸10055.45浓硫酸1006.7合计300.8由酯化器出来的混合液进入精馏塔I,在塔I中反应趋于完全，因此 进入塔I的混合液在塔中最后生成：乙酸乙酯=239kg/h水=18 X 239 = 88+

22、6.1=55kg/h浓硫酸=6.7kg/h塔I、塔II、沉降器和塔III质检均有相互关系，它们的物料衡算汇总 运算如下：在生产工艺流程示意图上注上有关数据，并划出三个运算系统 逐个列出衡算式，然后进行进行联立求解。设u二塔I底部残液量（kg/h,不包括浓硫酸6.7kg/h在内）v二塔I顶部馏出液（kg/h）R二塔II底部残液量（kg/h）其中Rw=R中H2O的量（kg/h）, RA=R中乙醇的量（kg/h）z二塔II顶部残液量（kg/h）x二塔III顶部馏出液总三组分恒沸液量（kg/h）y二塔III顶部馏出液总双组分恒沸液量（kg/h）w二沉降器下层（即水层）量（kg/h） 系统1的物料衡算：

23、294+w=u+zuzw=294系统 1 的乙酸乙酯物料衡算：0.812X272.6+0.08w=0.83z0.83z0.08w=239系统 1 的乙醇物料衡算：他0.09z=0.04w系统2的物料总衡算：2（ xyz） =wxy239 xy2zw=239系统2的乙酸乙酯衡算：0.83x0.94y0.83z=0.94X（xy221.4）0.08w0.83z0.11x0.08w=225解上述五元一次联立方程式。得： x=129.8kg/hy=200.2kg/hz=368kg/h w=827kg/hu=753kg/h因为V中含有20%乙酸乙酯，而乙酸乙酯量二-239 kg/h,故：v=239220

24、%=1195 kg/h系统3 的物料总衡算： R+294=u+V因此 R=v+u-294=1195+753-294=1654 kg/h系统3 中的水衡算Rw+0.188X294=u+0.1vRw=753+0.1X11950.188X 294=817kg/h系统3 的乙醇衡算：RA=0.7v=0.7X 1195=836.5kg/h将运算结果整理在各物料衡算表中，并汇总画出初步物料衡算图 表2进出塔I的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量 kg/h序号物料名称纯度%数量 kg/h1来自酯化器的混合液300.71塔顶馏出液1195乙酸乙酯157.8乙酸乙酯20239水38.4水10119.5乙醇

25、42.5乙醇70836.5乙酸55.42塔底残液759.7浓硫酸6.7水7532来自塔II的塔底残液1654浓硫酸6.7水817乙醇836.5合计1954.7合计1954.7表3进出塔II的物料衡算表序号物料名称纯度%数量 kg/h序号物料名称纯度%数量 kg/h1来自塔I顶部馏出液11951塔顶馏出液368乙酸乙酯20239乙酸乙酯83305.44水10119.5水829.44乙醇70836.5乙醇933.122来自沉降器下层液8272塔底残液1654乙酸乙酯866.16水817.5水88727.76乙醇836.5乙醇4333.08合计2022合计2022表 4 沉降器的物料衡算表加入支出序

26、号物料名称纯度%数量 kg/h序号物料名称纯度%数量 kg/h1塔II顶部馏出液3681沉降器上层569乙酸乙酯83305.44乙酸乙酯94534.86水829.44水422.76乙醇933.12乙醇211.382塔III顶部馏出液3302沉降器下层827三组分恒沸液129.8乙酸乙酯866.16A乙酸乙酯83107.7水88727.76B水810.4乙醇433.08C乙醇911.7双组分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6123添加水698合计1396表5进出塔III的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量 kg/h序号物料名称纯度%数量 kg/h1来自沉降器上层5691顶部馏出

27、液330乙酸乙酯94534.86三组分恒沸液129.8水422.76A乙酸乙酯83107.7乙醇211.38B水810.4C乙醇911.7双组分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6122塔底成品乙酸乙酯239合计569合计569五. 设备设计5.1精馏塔II的设计塔II中包含有3个组分(乙醇、乙酸乙酯和水)均为非理想液体，则 需要利用实验获得气-液相图进行逐板运算用。(1) 运算塔板数按照初步物料衡算的数据，必须作相应的修正，方可作为精馏塔的设 计用。在初步物料衡算中，塔II顶部逸出者为纯三组分恒沸液，如此就需 要无穷个塔板数来完成。实际上含有水和乙醇各5摩尔百分数，连同乙酸 乙酯组

28、成2个组成分不为水46%和乙酸乙酯54%与乙醇24%和乙酸乙酯7 6%的双组分恒沸液。因此塔II顶部馏出液组成如下：kg/h mol% mol%乙酸乙酯 E 305.44 59.56+5X54/46+5X76/24=81.26 61.70水W29.44 28.095=33.09 25.13乙醇 A 33.1212.35+5=17.3513.17131.7100在初步物料衡算中，塔II底部出料不含乙酸乙酯，这也属不可能， 实际上含有1mol%乙酸乙酯，而其它二组分的mol%含量降低至99%.因此塔II底部馏出液组成如下：kg/hmol%mol%乙酸乙酯E+1=1.0水W81771.4671.46

29、X99% =70.75乙醇A836.528.5428.54X 99% =28.25100进料组成不变，因此进出塔II的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h馏出液： xW=0.251318.0kg/hxA=0.131724.15kg/h266.02kg/h738.77kg/h758.01kg/h49.67kg/h721.0kg/h733.69kg/hxE=0.0499混合进料： xW=0.6782xA=0.2719xE=0.0100残液： xW=0.7075xA=0.2825因此进出酯化器的物料衡算如下表6进出塔II的物料衡算表加入 支出序号物料名称组成%数量 kg/h序号物料名称

30、组成%数量 kg/h1混合进料1762.801塔顶馏出液258.55乙酸乙酯4.99266.02乙酸乙酯61.7216.4水67.82738.77水25.1318.0乙醇27.19758.01乙醇13.1724.152塔底残液1504.36乙酸乙酯1.049.67水70.75721.0乙醇28.25733.69合计1762.8合计1762.9取100mol进料液，其中E的摩尔数为5.00；设D为馏出液摩尔数，则 残液摩尔数为(100D)0.617D+0.01 X (100D)=5；D=6.59残液摩尔数为：100D=1006.59=93.41馏出液中E的摩尔数为：0.617X6.59=4.07

31、残液中E的摩尔数为：54.07=0.93馏出液中W的摩尔数为：0.2513X6.59=1.66残液中W的摩尔数为：67.821.66=66.16馏出液中A的摩尔数为：0.1317X6.59=0.87残液中A的摩尔数为：27.190.87=26.325.2最小回流比的估算 由于上述系统和理想液体比较出入专门大，今采纳 Colburn 方法估算最 小回流比。第一求出平均相对挥发度(a av)馏出液中：xE/(xE+xW)=61.7/(61.7+25.13)=0.71; xA=13.17 由平稳图上找出： yE/(yEyW)=0.69;yE/yW=0.69/0.31a t= (yE/yW)(xW/x

32、E)=(0.69/0.31)X (0.2513/0.617)=0.91 残液中： xE/(xE+xW)=1.0/(1.0+70.75)=0.0139 ; xA=28.25 由平稳图上找出： yE/(yE+yW)=0.20;yE/yW=0.2/0.8as= (yE/yW)(xW/xE)=(0.2/0.8)X(0.7075/0.01)=17.69 a av=( a t a s)1/2=(0.91 X 17.69)1/2=4.01 rf=xEf/xWf=5/67.82=0.0737 xlk=rf/(1+rf)=0.0737/1.0737=0.0686 xhk=xlk/rf=0.0686/0.0737

33、=0.931(Ln/D)=1/(a-1)(xDlk/xlkxDhk/xhk)=1/(4.01 1) X (0.617/0.0686 0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol 进料Ln=2.90 X D=2.90 X 6.59=19.11mol/100mol 进料Lm=Ln+ qF;W=F D关于进料正在沸点的液体，q=1F=100molLm=19.11+100=119.11mol/100mol 进料W=1006.59=93.41mol/100mol 进料Lm/W=119.11293.41=1.275上提浓度 轻关键组分的摩尔分数xn=xD/( a1) (Ln/D+a

34、 xDhk/xhk)=0.6172 (4.01 1)X(2.90+4.01X0.251320.931)=0.0515rn=xn/xhk=0.051520.931=0.0533下提浓度 重关键组分的摩尔分数a lk=(a ta s)1.5=(0.9117.69)1.5=6.557xm= a lk xW/( a lka ) (Lm/W +a xWlk/xlk)=6.557X0.70752(6.5574.01)X1.275+4.01X0.0120.0686 =1.211rm=xlk/xm=0.0686/1.211=0.0566 rm/rn=0.0566/0.0553=1.024W=1/(10)X(1

35、0)=1因此,rm/rn屮,算得的回流比太大试以(Ln/D)=2.5；则 Ln=6.59X2.5=16.48mol/100mol 进料；Lm=116.48 mol/100mol 进料(Lm/W)=116.48293.41=1.247xn=xD/( a1) (Ln/D+a xDhk/xhk) =0.61723.01X(2.5+4.01X0.251320.931)=0.0572rn=xn/xhk=0.057220.931=0.0614xm= a lk xW/( a lka ) (Lm/W +a xWlk/xlk) =6.557X0.70752(6.5574.01)X1.247+4.01X0.012

36、0.0686 =1.234rm=xlk/x=0.068621.234=0.0556rm/rn=0.055620.0614=0.91因此，rm/rn屮,算得的回流比太小。试以(Ln/D)=2.7；则 Ln=6.59X2.7=17.79mol/100mol 进料；Lm=117.79 mol/100mol 进料(Lm/W)=117.79293.41=1.261xn=xD/( a1) (Ln/D+a xDhk/xhk) =0.61723.01X(2.7+4.01X0.251320.931)=0.0542rn=xn/xhk=0.054220.931=0.0582xm= a lk xW/( a lka )

37、 (Lm/W +a xWlk/xlk) =6.557X0.70752(6.5574.01)X1.261+4.01X0.0120.0686 =1.222rm=xlk/x=0.068621.222=0.0561rm/rn=0.056120.0582=0.965rm/rn与屮的数值相近 因此此方法算得的最小回流比为 2.7.5.3 逐板运算 气液相平稳数据能够表示成下列三种图表：(1) yE/(yE+yA)对 xE/(xE+xA)描画，xW 视作参量。(2) yE/(yE+yW)对 xE/(xE+xW)描画，xA 视作参量。(3) yW/(yW+yA)对 xW/(xW+xA)描画，xE 视作参量。由

38、于在任何情形下，液相的摩尔分数(x)均为参数，平稳图只能用来 由液相组成来求取气相组成。因此逐板运算时，从塔底由下往上算。从x的三个已知数(塔底的xE,xW和xA)动身，可求得二比值；或和(2);或(2)和(3);或(3)和(1)，怎么讲选择哪一对，应以从图上读出数值为准如果采纳(2)和(3),则按照xE/(xE+xW)和xA值读出yE/(yE+yW);按 照 xW/(xW+xA)和 xE 值读出 yW/(yW+yA)值。设 yE/+yw庠m，W竊W+yA)=N；故yE二yA=(1 hN)/N.yW=1/求出yW下一塔5.4逐板按照上述逐扌 ft丄一一上I,丄* 一1I.丄L匕.如采纳10:1

39、,则最宜回流比约为最小回流比的3.7倍。按照运算的结果, 几日，蒸雌来自塔I的进料亲自沉降讎的酬作图如下：飢0肛的盛尔分数(1-N)后，yE和yA即可代入式子求得。!上的液相应用操 亠 ？运算的结果及讨论Colb) + 1亍法算得的最小回流比为2.7:1,冋流比为10:1时塔板U液柑殂分用图中讲明由第7块塔板(由塔底数起)上加入来自塔I的进料，由第 12块板上加入来自沉降器的进料。运算到底19块塔板时，所得馏出液即可 近似达到所要求结果。(2)如最宜回流比采纳 2:1，亦即小于最小回流比，算得的结果表明： 由 12 块塔板加入来自沉降器的加料的进料后，乙醇的组成变为负值，这讲 明采纳这种回流蒸

40、馏不可行。如最宜回流比采纳5:1,运算的结果讲明由第5块塔板加入来自塔I的 进料，由第 10 块板上加入来自沉降器的进料，共需要22 块塔板。由于蒸馏液为非理想溶液,从上述分析结果能够看出：最宜回流比由 5： 1 加倍至10:1 时,理论板仅由 22块降至19块。这讲明设备投资节约不了 多少，然而操作费用却加了。因此采纳L/D=5:1，假设塔板效率为50%，则 实际塔板数为 40.六. 热量衡算6.1 热力学数据收集(1)温度：塔顶温度:约为 62%molCH3CH2OH， 25%molH2O， 13%CH3CH2 OH三组分恒沸液的沸点，7VC塔底温度：约为 71%molH2O，29%mol

41、CH3CH2OH 的沸点，79C 来自塔I的进料温度为84C来自沉降器的进料温度：约为97%molH2O，3%molCH3CH2OH的沸 点， 95C冷却水温度为20C(以广西年平均气温为参考)。饱和水蒸气：P=1.35kg/m3, t=108C(2)比热和汽化潜热表7 比热容和汽化潜热CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH温度。c比热容汽化潜热比热容汽化潜热比热容汽化潜热kj/kg Ckj/kgkj/kg Ckj/kgkj/kg Ckj/kg201.9274.1832.40271.9474.1782.46371.9784.1742.55712.145371.144.18823292.91

42、852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.236810.10组成：馏出液组成：kg/hxE=0.62xW=0.29225.61.42xA=0.08819.80.434.87kmol/h266 3.02传热系数K kJ/(m2 hC)表8 传热系数有机蒸汽水液体液体蒸汽沸腾液体蒸汽水蒸气有机液体2000505585830501000L/D=5, L=5D,V=LD=6D;来自塔顶的蒸气组成： kg/hxE=0.62266X6=1596xW=0.2922

43、5.6X6=153.6xA=0.08819.8X6=118.8塔底残液组成：kg/hkmol/hxE=0.01048.50.55xW=0.7075713.239.62xA=0.2825729.215.8356.00来自塔I的进料组成：kg/hkmol/hxE=0.1232663.02xW=0.235104.25.79xA=0.642729.215.8324.64xE=0.01848.50.55xW=0.968634.635.26xA=0.01419.80.4336.24总加料量二24.64+36.24=60.88kmol/h来自沉降器组成：kg/hkmol/hV=LW=L+FW=5D+FW=5

44、 X4.87 + 60.88 56=29.23kmol/h来自塔底的蒸气组成：kg/hyE=0.0650.065 X 29.23 X 88=167.20yW=0.4110.411 X 29.23 X 18=216.24yA=0.5240.524X 29.23X 46=704.566.2 热量运算，水汽消耗，热交换面积(1)塔顶蒸气冷凝(由7C气相冷凝至7C液相) q =SW 入=1596X371.14+153.6 X2329+118.8X852.66=1051369.8kJ/h设冷却水出口温度为61 CAt =(71 - 2红生 60)= 33.2Cm71 20取 K=2000kJ/(m2a

45、h c)S=q/(K A tm)=1051369.82(2000X33.2)=15.83m2冷却水用量：W=q/(C At)=1051369.824.18X(6020)=6288.1kg/h馏出液由71C冷却至37Cq =SW C At37)=266X(1.978+2.145)/2+25.6X4.18 + 19.8X(2.91 + 3.02) X(71 =24278.5kJ/h设冷却水出口温度为27at = (71 - 277(蔦 - 20) = 28.4Cm71 - 27取 K=505kJn(3m2!Oi C)S=q/(K A tm)=24278.52(505X28.4)=1.69m2冷却水

46、用量：W=q/(C At)=24278.524.18X(2720)=829.8kg/h(3) 塔底：在79C时液相变为气相q =SW 入=167.2X364.67+216.24X2310+704.56X838.94=1151571kJ/hA tm=10879=29C取 K=5858kJ/(m2 h C)S=q/(K A tm)=11515712(5858X29)=6.78m2在 108C，入H 2O=2235kJ/kg蒸气消耗量：W=q/(入H2O+C At)=115157122235+4.22X(10879)=488.5kg/h(4) 来自沉降器的进料加热，由27C至95Cq =SW C A

47、t=48.5 X (1.947 + 2.224)/2+634.6 X 4.192+19.8 X (2.46+3.236) X 68=191609.1kJ/hAtm=108 95=13C取 K=3050kJ/(m2 h C)S=q/(K A tm)=191609.12(3054X13)=4.83m2 蒸气消耗量：W=q/(入H2O+C At)=191609.122325+4.214X(10895) =80.5kg/h将以上运算结果汇总如下表：表 9 热量运算和传热面积汇总表项目热量 kJ/h冷却水量 kg/h加热蒸汽量 kg/h热交换器传热面积 m2塔顶蒸气冷凝至沸点 71C+1051369.8

48、6288.115.83馏出液冷却至 37C+24278.5829.81.69蒸馏釜-1151571488.56.78来自沉降器的进料由 27C-191609.180.54.83加热至95C6.3校正热量运算、水汽消耗、热交换面积（对塔II）取基准温度 t0=20CI .塔顶（图a）（H的单位为kJ/h）流体Kg/h t t10 Cav入HsH入HE 1596 71 512.036371.14165722592339W153.6A 118.84.185 2329 32784 3577342.65 852.66 16056 10129621461210513691265981流体H=H(1) H

49、入(1)=HS(1)=214612流体H=(5/6)XH(2)=214612X (5/6)=178843流体H=(1/6) X H(2)=214612X (1/6)=35769流体Kg/htt t0CavHsE 26637 171.9528827W25.6A 19.84.17918192.4883511481流体和流体t=15C,H=0流体Kg/ht41t t0Cav4.182H1078170W 6288.161流体Kg/htt t0CavHW 829.82774.1824280II .来自沉降器的进料（图b） 流体Kg/htt t0CavHsE 48.527 71.937658W634.64

50、.1418391A 19.82.4333719386流体oKg/httt0CavHsHE 48.595752.0767551W634.64.199199851A 19.82.8184185211587流体12Kg/httt0Cav入HsH入HW 80.5 10888 4.234223529994 179918 209912流体13Kg/htt t0CavHW 80.5 95754.21425442III.来自塔I的进料（图b）流体14tt0CavHs2.04834865Kg/h tE 266 84 64W104.2A 729.94.197 279892.741 128042W929.4A 14

51、33.84.1892.71229702229250190896W.蒸馏釜流体15Kg/h ttt0CavHsE 215.7 79 591.96625020483972流体16Kg/h tt t0CavHsHE 48.579 591.9665626W713.24.189176268A 729.22.71116592298486流体C7H=H(15)H(16)=483972298486=185486流体3Kg/htt t0Cav入HsH入HE 167.279591.966364.671939460973W216.24.189231053434499422A 704.62.71838.9411265

52、859111718548611515121336998流体139Kg/htt t0Cav入HsH入HW488.5108884.234223518201110917981273809流体230Kg/htt t0CavHW488.579594.189120733图d蒸馅査的进料料流图&/ajc来自塔I的进料料流图V.全塔(图e)：0 1148101938624280Q209912925442G1908969298486912738099120773加入热量(kJ/h)10781701694003n0UII3T3)1 Na】治7別移走热量(kJ/h)1511 歸1558592、命曲沁01H全塔的加入

53、热量和移走热量相差较大，下面进行热量校正:关于恒分子溢流来讲，蒸馏系统中所有组分的M 入/Tb值均相等(在7 91时)。水：18X5522352=28.2乙醇：46X2062352=26.9乙酸乙酯： 设 M 入/Tb=27.5则 M=27.5X352284=115按照虚拟的乙酸乙酯分子量重新运算组成：馏出液组成：kg/hkmol/hxE=0.5552662.31xW=0.34125.61.42xA=0.10419.80.434.16混合进料：kg/hkmol/hxE=0.045314.52.73xW=0.683738.841.04xA=0.27174916.2860.05xW=0.709xA

54、=0.283xE=0.008713.2729.248.5 0.4239.6215.8355.87 设 D 为馏出液的摩尔分数，以 100 摩尔进料0.341D+0.709X(100D)=68.3； D=7.07mol/100mol 进料 W=1007.07=92.93mol/100mol 进料l/h来自塔底的蒸气组成：yE=0.065 yW=0.411yA=0.524重新运算蒸馏釜：kg/h0.065X25.47X88=145.690.411X25.47X18=188.430.524X25.47X46=613.93V=6D=6 X 7.07=42.42mol/100mol 进料=42.42X 60.05/100=25.47 kmoq =SW 入=145.69X364.67+188.43X2310+613.93X838.94=1003452.5kJ/hAtm=108